本發(fā)明精餾節(jié)能技術(shù)領(lǐng)域,涉及一種利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾的系統(tǒng)及其方法。

背景技術(shù)：

精餾操作憑借其優(yōu)異的分離能力，被廣泛應用于生活生產(chǎn)的各個領(lǐng)域，是分離過程中重要的單元操作，但精餾過程中需要消耗大量的能量，且能量利用率不高，據(jù)統(tǒng)計傳統(tǒng)的精餾操作所消耗的總能量約占工業(yè)生產(chǎn)總能耗的一半左右，是制約整個生產(chǎn)工藝的關(guān)鍵步驟；如HPPO法制備環(huán)氧丙烷技術(shù)雖然生產(chǎn)工藝流程簡單，產(chǎn)品收率高，符合綠色清潔生產(chǎn)要求，但該生產(chǎn)過程需要使用大量甲醇作溶劑，在分離出產(chǎn)品后要對甲醇溶劑進行精餾操作，而常規(guī)的精餾系統(tǒng)操作，塔頂冷卻冷凝器一般采用冷卻水將塔頂氣相餾分進行冷卻和冷凝，并將部分冷凝液返回塔頂?shù)谝粔K塔板上；塔底再沸器則一般采用外供水蒸氣將塔底部分液相餾分加熱蒸發(fā)后返回塔底第一塊塔板上，以維持精餾操作，一方面塔頂冷卻冷凝器需要消耗大量的冷卻水，另一方面，塔底再沸器消耗大量的外供水蒸氣，使得整個精餾操作能耗較高，因此如何提高精餾過程中的能量利用率，進而減小整個精餾過程中消耗的能量，成為了眾多學者的研究重點。中國專利CN205287681U，公開了一種生產(chǎn)MBET的精餾節(jié)能裝置，該裝置通過對精餾塔的加熱器和冷凝器進行設(shè)計，實現(xiàn)了對塔內(nèi)溫度的精確測量，在保證產(chǎn)品純度的條件下，盡可能降低塔內(nèi)溫度，進而實現(xiàn)節(jié)能的目的，但該方法并未對精餾塔塔頂和塔釜產(chǎn)品帶出的熱量進行有效利用，節(jié)能效果并不十分顯著。中國專利CN204815741U公開了一種精餾節(jié)能裝置，該裝置將塔釜產(chǎn)生的物料一部分采出，另一部分通過節(jié)流膨脹變?yōu)檎魵?，與塔釜料液進行換熱，再通過壓縮進入精餾塔，作為回流，該裝置將塔釜產(chǎn)生的能量有效利用，在一定程度上降低了精餾過程的能耗，但對于塔頂?shù)拇罅繚摕岵⑽春侠砝?，距離真正意義的節(jié)能降耗還存在很大的差距。中國專利CN205549650U公開了一種熱泵精餾體系，該體系針對乙醇精餾體系，將塔頂獲得的乙醇蒸氣進行壓縮提溫，再作為再沸器的熱源進行重復利用，該體系雖然有效利用了塔頂物流所帶出的熱量，但該乙醇蒸氣不宜直接壓縮，在操作過程中存在安全隱患，在一定程度上限制了該體系的應用領(lǐng)域。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

本發(fā)明為解決目前技術(shù)中存在的問題，提供一種利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾的系統(tǒng)及其方法。它能利用水與精餾塔塔頂餾出的氣相餾分進行間歇換熱，水經(jīng)換熱后變?yōu)樗魵?，用于加熱再沸器或原料預熱器，可以有效回收塔頂餾出氣相餾分所帶出的熱量。

本發(fā)明采用以下技術(shù)方案予以實現(xiàn)：

本發(fā)明一種利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾的系統(tǒng)，該系統(tǒng)包括精餾塔、再沸器、冷凝汽化換熱器、循環(huán)水泵、蒸氣壓縮機、儲水罐、原料加熱器、氣液分離器、塔頂餾分回流泵、塔頂餾分緩沖罐以及原料預熱器；所述的精餾塔1的塔頂氣相出料口與冷凝汽化換熱器左端的管程進口相連，冷凝汽化換熱器右端的管程出口與塔頂餾分緩沖罐頂部相連；位于塔頂餾分緩沖罐底部的出口同時與塔頂餾分回流泵的進口和F閥門相連，塔頂餾分回流泵的出口經(jīng)L閥門與精餾塔頂側(cè)部的的精餾塔進口相連，F(xiàn)閥門又與塔頂產(chǎn)品采出管線相連；

所述的儲水罐底部的出口與循環(huán)水泵的進口相連，循環(huán)水泵的出口經(jīng)I閥門與冷凝汽化換熱器底部右側(cè)的殼程進口相連；冷凝汽化換熱器頂部左側(cè)的殼程出口與氣液分離器左側(cè)中部的進口相連，氣液分離器頂部的氣相出口經(jīng)J閥門與蒸氣壓縮機的進口相連，氣液分離器底部的液相出口經(jīng)K閥門與儲水罐上部的進口相連。

所述的蒸氣壓縮機的出口同時分別經(jīng)A閥門、D閥門與再沸器上部左側(cè)的殼程進口、原料加熱器頂部左側(cè)的殼程進口相連，再沸器上部左側(cè)的殼程進口還通過C閥門與第二外部水蒸氣管道相連，原料加熱器頂部左側(cè)的殼程進口還通過E閥門與第一外部水蒸氣管道相連；再沸器下部右側(cè)的殼程出口和原料加熱器底部右側(cè)的殼程出口連接并同時通過第一管路與原料預熱器底部左側(cè)的殼程入口相連，原料預熱器頂部右側(cè)的出口經(jīng)減壓的G閥門與第二管路相連。

所述的儲水罐頂部出口通過H閥門和抽真空管路與抽真空系統(tǒng)相連；所述的原料預熱器右端的管程進口經(jīng)G閥門與原料管路相連；原料預熱器左端的管程出口與原料加熱器右端的管程入口相連，原料加熱器左端的管程出口通過熱原料管路與精餾塔中部原料進口相連；

所述的精餾塔底部的液相出口與再沸器底部的管程進口相連，同時通過B閥門與塔釜產(chǎn)品采出管線相連；再沸器頂部的管程出口與精餾塔下部側(cè)面的汽相進口相連。

優(yōu)選的，所述的儲水罐側(cè)下部分別通過閥門與水蒸氣管路和去離子水管路相連，所述的儲水罐下部通過M閥門與水管路連接。

優(yōu)選的，所述的再沸器、冷凝汽化換熱器、原料加熱器及原料預熱器分別為熱管換熱器、板式換熱器、螺旋折流板換熱器、折流桿式換熱器、空心環(huán)管殼式換熱器、縱流管束換熱器、整體翅片式換熱器中的一種。

一種使用上述利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾系統(tǒng)精餾的方法，包括以下操作步驟：

a、儲水罐中的水經(jīng)循環(huán)水泵和I閥門進入冷凝汽化換熱器底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔塔頂氣相出料口餾出的氣相餾分進入冷凝汽化換熱器左端的管程進口，水與氣相餾分在冷凝汽化換熱器中進行換熱，氣相餾分變?yōu)橐簯B(tài)，進入塔頂餾分緩沖罐，塔頂餾分緩沖罐底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門去下一工段，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵，經(jīng)L閥門，再經(jīng)精餾塔頂部的精餾塔進口回到精餾塔。

b、水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵?，低品位水蒸氣通過冷凝汽化換熱器頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器中部的進料口，氣液分離器頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門進入蒸氣壓縮機提升溫度，獲得相應的高品位水蒸氣，高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機的出口，再經(jīng)A閥門進入再沸器上部左側(cè)的殼程進口，作為加熱再沸器的熱源，或經(jīng)D閥門進入原料加熱器頂部左側(cè)的殼程進口，作為加熱原料加熱器的熱源，冷凝的液態(tài)水經(jīng)再沸器下部右側(cè)的殼程出口或原料加熱器底部右側(cè)的殼程出口均進入第一管路，第一管路中的物流均進入原料預熱器底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱。

c、通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度等于或低于精餾塔塔頂氣相出料口餾出的氣相餾分的溫度，采出的冷凝水經(jīng)儲水罐右側(cè)上部的進口回到儲水罐繼續(xù)使用。優(yōu)選的，所述步驟a中，精餾塔塔頂氣相出料口餾出的氣相餾分溫度為50℃-100℃時，開啟H閥門，通過抽真空管路使儲水罐與抽真空系統(tǒng)相通，利用抽真空系統(tǒng)保證儲水罐中的壓力在12.4kPa～101.3kPa之間。

優(yōu)選的，所述步驟a中，精餾塔塔頂氣相出料口餾出的氣相餾分溫度為100℃-180℃時，關(guān)閉H閥門，利用儲水罐中的水氣化升壓，保證儲水罐中的壓力在101.3kPa-1000kPa之間。

優(yōu)選的，所述步驟a中，儲水罐中的水在進入循環(huán)水泵之前，應先開通過水蒸氣管路或內(nèi)置水蒸氣加熱盤管，或內(nèi)置電加熱管，使儲水罐中水的溫度比精餾塔塔頂氣相出料口餾出的氣相餾分的溫度低4℃-10℃。

優(yōu)選的，所述步驟b中，當所得高品位水蒸氣作為加熱再沸器的熱源時，所得低品位水蒸氣在進蒸氣壓縮機之前，其溫度與再沸器的溫度之差在25℃以內(nèi)；當所得高品位水蒸氣作為加熱原料加熱器的熱源時，所得低品位水蒸氣在進蒸氣壓縮機之前，其溫度與原料的露點溫度之差在25℃以內(nèi)。

優(yōu)選的，所述步驟b中，當所得高品位水蒸氣作為加熱再沸器的熱源，且高品位水蒸氣放出的熱量不能滿足再沸器的需要時，應開啟C閥門，利用第二外部水蒸氣管道向再沸器中補加適量新鮮水蒸氣；當所得高品位水蒸氣作為加熱原料加熱器的熱源，且高品位水蒸氣放出的熱量不能滿足原料加熱器的需要時，應開啟E閥門，利用第一外部水蒸氣管道向原料加熱器中補加適量新鮮水蒸氣。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比具有的突出效果為：

1、可以有效回收塔頂餾出氣相餾分所帶出的熱量，所得的水蒸氣經(jīng)蒸氣壓縮機可以將水蒸氣的品位提升，進而作為再沸器或原料預熱器的熱源，除啟動階段外，整個系統(tǒng)在使用過程中不需(或只需少量)新鮮水蒸氣即可正常運行，大大降低了精餾過程中所消耗的能量，達到了節(jié)能降耗的目的。

2、采用間接換熱的操作方式，避免了某些不宜直接壓縮的塔頂餾出物在操作時的潛在風險，使得整個體系更為安全、穩(wěn)定。

3、儲水罐頂部通過閥門與真空系統(tǒng)相連，通過調(diào)整閥門的開閉狀態(tài)以及真空系統(tǒng)抽真空的壓力，可以使塔頂餾出氣相餾分的溫度在50℃-180℃之間時，均能使水與塔頂餾出氣相餾分換熱后以氣態(tài)的形式流出，保證后續(xù)工況的正常運行，使得該工藝適用于大部分的精餾體系，具有更為廣泛的使用性。

附圖說明

圖1為本發(fā)明利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。

圖2為常規(guī)的精餾系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。

圖中各部件標號說明：

精餾塔1；再沸器2；冷凝汽化換熱器3；循環(huán)水泵4；蒸氣壓縮機5；儲水罐6；原料加熱器7；氣液分離器8；塔頂餾分回流泵9；塔頂餾分緩沖罐10；原料預熱器11；塔頂氣相出料口12；液相出口13；精餾塔進口14；原料進口15；汽相進口16；A閥門17；B閥門18；熱原料管路19；第一管路20；C閥門21；D閥門22；E閥門23；F閥門24；G閥門25；第二管路26；塔頂產(chǎn)品采出管線27相連；第一外部水蒸氣管道28原料管路29；抽真空管路30；水蒸氣管路31；水管路32；第二外部水蒸氣管道33；塔釜產(chǎn)品采出管線34；H閥門35；I閥門36；J閥門37；K閥門38；去離子水管路39；L閥門40；M閥門41。

具體實施方式

下面結(jié)合附圖對本發(fā)明的具體實施方式進行詳細說明。

參見圖1至圖2。

圖1為本發(fā)明利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。圖2為常規(guī)的精餾系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。

圖2中，1、精餾塔；42、塔底再沸器；43、塔頂冷卻冷凝器。由圖1、圖2可看出，本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，從結(jié)構(gòu)上具有實質(zhì)性不同和顯著的特點，本發(fā)明具有專利法規(guī)定的創(chuàng)造性。

本發(fā)明一種利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾的系統(tǒng)，該系統(tǒng)包括精餾塔1、再沸器2、冷凝汽化換熱器3、循環(huán)水泵4、蒸氣壓縮機5、儲水罐6、原料加熱器7、氣液分離器8、塔頂餾分回流泵9、塔頂餾分緩沖罐10以及原料預熱器11；所述的精餾塔1的塔頂氣相出料口12與冷凝汽化換熱器3左端的管程進口相連，冷凝汽化換熱器3右端的管程出口與塔頂餾分緩沖罐10頂部相連；位于塔頂餾分緩沖罐10底部的出口同時與塔頂餾分回流泵9的進口和F閥門24相連，塔頂餾分回流泵9的出口經(jīng)L閥門40與精餾塔1頂側(cè)部的的精餾塔進口14相連，F(xiàn)閥門24又與塔頂產(chǎn)品采出管線27相連；

所述的儲水罐6底部的出口與循環(huán)水泵4的進口相連，循環(huán)水泵4的出口經(jīng)I閥門36與冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口相連；冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口與氣液分離器8左側(cè)中部的進口相連，氣液分離器8頂部的氣相出口經(jīng)J閥門37與蒸氣壓縮機5的進口相連，氣液分離器8底部的液相出口經(jīng)K閥門38與儲水罐6上部的進口相連。

所述的蒸氣壓縮機5的出口同時分別經(jīng)A閥門17、D閥門22與再沸器2上部左側(cè)的殼程進口、原料加熱器7頂部左側(cè)的殼程進口相連，再沸器2上部左側(cè)的殼程進口還通過C閥門21與第二外部水蒸氣管道33相連，原料加熱器7頂部左側(cè)的殼程進口還通過E閥門23與第一外部水蒸氣管道28相連；再沸器2下部右側(cè)的殼程出口和原料加熱器7底部右側(cè)的殼程出口連接并同時通過第一管路20與原料預熱器11底部左側(cè)的殼程入口相連，原料預熱器11頂部右側(cè)的出口經(jīng)減壓的G閥門25與第二管路26相連。

所述的儲水罐6頂部出口通過H閥門35和抽真空管路30與抽真空系統(tǒng)相連；所述的原料預熱器11右端的管程進口經(jīng)G閥門25與原料管路29相連；原料預熱器11左端的管程出口與原料加熱器7右端的管程入口相連，原料加熱器7左端的管程出口通過熱原料管路19與精餾塔中部原料進口15相連；

所述的精餾塔1底部的液相出口13與再沸器2底部的管程進口相連，同時通過B閥門18與塔釜產(chǎn)品采出管線34相連；再沸器2頂部的管程出口與精餾塔1下部側(cè)面的汽相進口16相連。

優(yōu)選的，所述的儲水罐6側(cè)下部分別通過閥門與水蒸氣管路31和去離子水管路39相連，所述的儲水罐6下部通過M閥門41與水管路32連接。

優(yōu)選的，所述的再沸器2、冷凝汽化換熱器3、原料加熱器7及原料預熱器11分別為熱管換熱器、板式換熱器、螺旋折流板換熱器、折流桿式換熱器、空心環(huán)管殼式換熱器、縱流管束換熱器、整體翅片式換熱器中的一種。

一種使用上述利用塔頂氣相餾分冷凝熱精餾系統(tǒng)精餾的方法，包括以下操作步驟：

a、儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的氣相餾分進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口，水與氣相餾分在冷凝汽化換熱器3中進行換熱，氣相餾分變?yōu)橐簯B(tài)，進入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去下一工段，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

b、水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵?，低品位水蒸氣通過冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得相應的高品位水蒸氣，高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)A閥門17進入再沸器2上部左側(cè)的殼程進口，作為加熱再沸器2的熱源，或經(jīng)D閥門22進入原料加熱器7頂部左側(cè)的殼程進口，作為加熱原料加熱器7的熱源，冷凝的液態(tài)水經(jīng)再沸器2下部右側(cè)的殼程出口或原料加熱器7底部右側(cè)的殼程出口均進入第一管路20，第一管路20中的物流均進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

c、通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度等于或低于精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的氣相餾分的溫度，采出的冷凝水經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。優(yōu)選的，所述步驟a中，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的氣相餾分溫度為50℃-100℃時，開啟H閥門35，通過抽真空管路30使儲水罐6與抽真空系統(tǒng)相通，利用抽真空系統(tǒng)保證儲水罐6中的壓力在12.4kPa～101.3kPa之間。

優(yōu)選的，所述步驟a中，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的氣相餾分溫度為100℃-180℃時，關(guān)閉H閥門35，利用儲水罐6中的水氣化升壓，保證儲水罐6中的壓力在101.3kPa-1000kPa之間。

優(yōu)選的，所述步驟a中，儲水罐6中的水在進入循環(huán)水泵4之前，應先開通過水蒸氣管路31或內(nèi)置水蒸氣加熱盤管，或內(nèi)置電加熱管，使儲水罐6中水的溫度比精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的氣相餾分的溫度低4℃-10℃。

優(yōu)選的，所述步驟b中，當所得高品位水蒸氣作為加熱再沸器2的熱源時，所得低品位水蒸氣在進蒸氣壓縮機5之前，其溫度與再沸器2的溫度之差在25℃以內(nèi)；當所得高品位水蒸氣作為加熱原料加熱器7的熱源時，所得低品位水蒸氣在進蒸氣壓縮機5之前，其溫度與原料的露點溫度之差在25℃以內(nèi)。

優(yōu)選的，所述步驟b中，當所得高品位水蒸氣作為加熱再沸器2的熱源，且高品位水蒸氣放出的熱量不能滿足再沸器2的需要時，應開啟C閥門21，利用第二外部水蒸氣管道33向再沸器2中補加適量新鮮水蒸氣；當所得高品位水蒸氣作為加熱原料加熱器7的熱源，且高品位水蒸氣放出的熱量不能滿足原料加熱器7的需要時，應開啟E閥門23，利用第一外部水蒸氣管道28向原料加熱器7中補加適量新鮮水蒸氣。

本發(fā)明具體實施例為：

實施例1

在原料為25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％甲醇水溶液的常壓精餾體系中，精餾塔1頂餾出的氣相餾分為66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣，塔底為90.6℃、質(zhì)量百分數(shù)8.3％的甲醇溶液；開啟H閥門35，通過調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)，保證儲水罐6中的壓力為26.2kPa，調(diào)整合理的水用量使儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％甲醇蒸氣，進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口,水與精餾塔1塔頂餾出的66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣在冷凝汽化換熱器3中進行換熱，66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣變?yōu)榧状既芤?進入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去下一工段，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵?，低品位水蒸氣通過冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得74℃的高品位水蒸氣，74℃的高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)D閥門22進入原料加熱器7頂部左側(cè)的殼程進口，作為加熱原料加熱器7的熱源，并開啟E閥門23，利用第一外部水蒸氣管道28向原料加熱器7補加適量新鮮水蒸氣，冷凝的液態(tài)水經(jīng)原料加熱器7底部右側(cè)的殼程出口均進入第一管路20，第一管路20中的物流進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度60℃，采出冷凝水再經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。經(jīng)測試，整個精餾體系經(jīng)上述操作能夠正常運行，與原有工藝相比，每精餾1噸25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％的甲醇水溶液可以節(jié)省26噸的冷凝水和0.74噸的新鮮水蒸氣。

實施例2

在原料為25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％甲醇水溶液的常壓精餾體系中，精餾塔1頂餾出的氣相餾分為66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣，塔底為81℃、質(zhì)量百分數(shù)49.5％的甲醇溶液，開啟H閥門35，通過調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)，保證儲水罐6中的壓力為26.2kPa，調(diào)整合理的水用量使儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％甲醇蒸氣，進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口,水與精餾塔1塔頂餾出的66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣在冷凝汽化換熱器3中進行換熱，66.9℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲醇蒸氣變?yōu)榧状既芤?進入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去塔頂產(chǎn)品采出管線27，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵?，低品位水蒸氣通過冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得85℃的高品位水蒸氣，85℃的高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)A閥門17進入再沸器2上部左側(cè)的殼程進口，作為加熱再沸器2的熱源，并應開啟C閥門21，利用第二外部水蒸氣管道33向再沸器2補加適量新鮮水蒸氣，冷凝的液態(tài)水經(jīng)經(jīng)再沸器2下部右側(cè)的殼程出口進入第一管路20，第一管路20中的物流進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度為64℃，采出冷凝水再經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。經(jīng)測試，整個精餾體系經(jīng)上述操作能夠正常運行，與原有工藝相比，每精餾1噸25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％的甲醇水溶液可以節(jié)省26噸的冷凝水和0.69噸的新鮮水蒸氣。

實施例3

在原料為25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％乙醇水溶液的常壓精餾體系中，精餾塔1頂餾出的氣相餾分為80.2℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇水蒸氣，塔底為86℃、質(zhì)量百分數(shù)50.3％的乙醇溶液，開啟H閥門35，通過調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)，保證儲水罐6中的壓力為47.4kPa，調(diào)整合理的水用量，使儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的80.2℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇水蒸氣，進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口,水與精餾塔1塔頂餾出的80.2℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇水蒸氣在冷凝汽化換熱器3中進行換熱，80.2℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇水蒸氣變?yōu)橐掖既芤海M入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去塔頂產(chǎn)品采出管線27，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵?，低品位水蒸氣通過冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得90℃的高品位水蒸氣，90℃的高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)A閥門17進入再沸器2上部左側(cè)的殼程進口，作為加熱再沸器2的熱源，并應開啟C閥門21，第二外部水蒸氣管道33向再沸器2補加適量新鮮水蒸氣，冷凝的液態(tài)水經(jīng)再沸器2下部右側(cè)的殼程出口進入第一管路20，第一管路20中的物流均進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度76℃，采出冷凝水再經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。經(jīng)測試，整個精餾體系經(jīng)上述操作能夠正常運行，與原有工藝相比，每精餾1噸25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％的乙醇水溶液可以節(jié)省21噸的冷凝水和0.55噸的新鮮水蒸氣。

實施例4

在原料為25℃、質(zhì)量百分數(shù)80％乙醇水溶液的常壓精餾體系中，精餾塔1頂餾出的氣相餾分為80.5℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇蒸氣，塔底為88.8℃、質(zhì)量百分數(shù)15.2％的乙醇溶液，開啟H閥門35，通過調(diào)節(jié)抽真空系統(tǒng)，保證儲水罐6中的壓力為47.4kPa，調(diào)整合理的水用量使儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的80.5℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇蒸氣，進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口,水與精餾塔1塔頂餾出的80.5℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇蒸氣在冷凝汽化換熱器3中進行換熱，80.5℃、質(zhì)量百分數(shù)95％的乙醇蒸氣變?yōu)橐掖既芤海M入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去塔頂產(chǎn)品采出管線27，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵猓推肺凰魵馔ㄟ^冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得85℃的高品位水蒸氣，85℃的高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)D閥門22進入原料加熱器7頂部左側(cè)的殼程進口，作為加熱原料加熱器7的熱源，并開啟E閥門23，利用第一外部水蒸氣管道28向原料加熱器7補加適量新鮮水蒸氣，冷凝的液態(tài)水經(jīng)原料加熱器7底部右側(cè)的殼程出口均進入第一管路20，第一管路20中的物流進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度74℃，采出冷凝水再經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。經(jīng)測試，整個精餾體系經(jīng)上述操作能夠正常運行，與原有工藝相比，每精餾1噸25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％的乙醇水溶液可以節(jié)省21噸的冷凝水和0.64噸的新鮮水蒸氣。

實施例5

在原料為25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％甲苯和苯甲醛混合物的常壓精餾體系中，塔頂餾出的氣相餾分為110.2℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲苯蒸氣，塔底為171.4℃、質(zhì)量百分數(shù)3.9％的甲苯溶液，關(guān)閉H閥門35，利用儲水罐6中的水氣化升壓，保證儲水罐6中的壓力為142.2kPa，調(diào)整合理的水用量，使儲水罐6中的水經(jīng)循環(huán)水泵4和I閥門36進入冷凝汽化換熱器3底部右側(cè)的殼程進口，精餾塔1塔頂氣相出料口12餾出的110.2℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲苯蒸氣，進入冷凝汽化換熱器3左端的管程進口,水與精餾塔1塔頂餾出的110.2℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲苯蒸氣在冷凝汽化換熱器3中進行換熱110.2℃、質(zhì)量百分數(shù)99％的甲苯蒸氣變?yōu)榧妆饺芤?，進入塔頂餾分緩沖罐10，塔頂餾分緩沖罐10底部出口采出的液態(tài)物料一部分經(jīng)F閥門24去塔頂產(chǎn)品采出管線27，一部分經(jīng)塔頂餾分回流泵9，經(jīng)L閥門40，再經(jīng)精餾塔1頂部的精餾塔進口14回到精餾塔1；

水經(jīng)冷凝汽化換熱器3變?yōu)榈推肺凰魵猓推肺凰魵馔ㄟ^冷凝汽化換熱器3頂部左側(cè)的殼程出口進入氣液分離器8中部的進料口，氣液分離器8頂部的氣相出料口經(jīng)J閥門37進入蒸氣壓縮機5提升溫度，獲得130℃的高品位水蒸氣，130℃的高品位水蒸氣通過蒸氣壓縮機5的出口，再經(jīng)A閥門17進入再沸器2上部左側(cè)的殼程進口，作為加熱再沸器2的熱源，并應開啟C閥門21，第二外部水蒸氣管道33向再沸器2補加適量新鮮水蒸氣，冷凝的液態(tài)水經(jīng)再沸器2下部右側(cè)的殼程出口進入第一管路20，第一管路20中的物流均進入原料預熱器11底部左側(cè)的殼程進口，與原料進行過冷換熱；

通過調(diào)整進料狀態(tài)和進料量使原料預熱器11底部右側(cè)殼程出口采出冷凝水的溫度105℃，采出冷凝水再經(jīng)儲水罐6右側(cè)上部的進口回到儲水罐6繼續(xù)使用。經(jīng)測試，整個精餾體系經(jīng)上述操作能夠正常運行，與原有工藝相比，每精餾1噸25℃、質(zhì)量百分數(shù)90％的甲苯和苯甲醛混合物可以節(jié)省6.7噸的冷凝水和0.24噸的新鮮水蒸氣。

通過實施例1、2、3、4、5可以看出，本發(fā)明涉及的利用塔頂氣相餾分冷凝熱的精餾系統(tǒng)，大大降低了精餾過程中所消耗的能量，達到了節(jié)能降耗的目的；采用間接換熱的操作方式，避免了某些不宜直接壓縮的塔頂餾出物在操作時的潛在風險，使得整個體系更為安全、穩(wěn)定；此外，儲水罐6頂部通過閥門35與真空系統(tǒng)相連，通過調(diào)整H閥門35的開閉狀態(tài)以及真空系統(tǒng)抽真空的壓力，可以使塔頂餾出氣相餾分的溫度在50℃-180℃之間時，均能使水與塔頂餾出氣相餾分換熱后以氣態(tài)的形式流出，保證后續(xù)工況的正常運行，使得該工藝適用于大部分的精餾體系，在一定程度上具有更為廣泛的使用性；此外，以上所述的實施例僅為本發(fā)明的個別實施例，并不用以限制本發(fā)明的保護范圍，凡采用等同替換或等效變換形成的技術(shù)方案，以及符合本發(fā)明保護主題思路的技術(shù)方案，均在本發(fā)明要求的保護范圍內(nèi)。